年产30万吨煤制甲醇合成工段初步设计

目录
第1章概述 (1)
1.1甲醇性质 (1)
1.2甲醇用途 (2)
1.3甲醇生产工艺的发 (2)
1. 4甲醇生产原料 (3)
第2章工艺流程设计 (3)
2.1合成甲醇工艺的选择 (4)
2.1.1甲醇合成塔的选择 (4)
2.1.2催化剂的选用 (4)
2.1.3合成工序工艺操作条件的确定与论证 (6)
第3章工艺流程 (7)
3.1甲醇合成工艺流程 (7)
第4章工艺计算 (8)
4.1物料衡算 (8)
4.1.1合成工段 (9)
4.2能量衡算.................................................................................................................... 错误！未定义书签。

4.2.1煤发电量......................................................................................................... 错误！未定义书签。

4.2.2合成工段......................................................................................................... 错误！未定义书签。

第5章主要设备的计算和选型............................................................................................ 错误！未定义书签。

5.1甲醇合成塔的设计.................................................................................................... 错误！未定义书签。

5.2水冷器的工艺设计.................................................................................................... 错误！未定义书签。

5.3循环压缩机的选型.................................................................................................... 错误！未定义书签。

5.4气化炉的选型............................................................................................................ 错误！未定义书签。

5.5甲醇合成厂的主要设备一览表................................................................................ 错误！未定义书签。

第6章合成车间设计............................................................................................................ 错误！未定义书签。

6.1厂房的整体布置设计................................................................................................ 错误！未定义书签。

6.2合成车间设备布置的设计........................................................................................ 错误！未定义书签。

第7章设计结果评价............................................................................................................ 错误！未定义书签。

参考文献.................................................................................................................................. 错误！未定义书签。

致谢 ....................................................................................................................................... 错误！未定义书签。

第1章概述
1.1甲醇性质
甲醇俗称木醇、木精，英文名为methanol，分子式CH3OH。

是一种无色、
透明、易燃、有毒、易挥发的液体，略带酒精味；分子量32.04，相对密度
0.7914(d420)，蒸气相对密度1.11(空气=1)，熔点-97.8℃，沸点64.7℃，闪点（开
杯）16℃，自燃点473℃，折射率(20℃)1.3287，表面张力（25℃）45.05mN/m，蒸气压（20℃）12.265kPa，粘度（20℃）0.5945mPa•s。

能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶。

蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限6.0％～36.5﹪（体积比）。

化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、羰基化等化学反应。

1.2甲醇用途
甲醇是重要有机化工原料和优质燃料，广泛应用于精细化工，塑料，医药，林产品加工等领域。

甲醇主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲醇总产量的一半，甲醛则是生产各种合成树脂不可少的原料。

用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇羰基化可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药品、农药、炸药、香料、喷漆的原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重视。

甲醇也是一种重要的有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油漆。

作为一种良好的萃取剂，甲醇在分析化学中可用于一些物质的分离。

甲醇还是一种很有前景的清洁能源，甲醇燃料以其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的发展方向之一；另外燃料级甲醇用于供热和发电，也可达到环保要求。

甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，富含维生素和蛋白质，具有营养价值高而成本低的优点，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景。

1.3甲醇生产工艺的发展
甲醇是醇类中最简单的一元醇。

1661年英国化学家R.波义耳首先干馏后的液体产物中发现甲醇，故甲醇俗称木精、木醇。

在自然界只有某些树叶或果实中含有少量的游离态甲醇，绝大多数以酯或醚的形式存在。

1857年法国的M·贝特洛在实验室用一氯甲烷在碱性溶液中水解也制得了甲醇。

1923年德国BASF公司首先用合成气在高压下实现了甲醇的工业化生产，直到1965年，这种高压法工艺是合成甲醇的唯一方法。

1966年英国ICI公司开发了低压法工艺，接着又开发了中压法工艺。

1971年德国的Lurgi公司相继开发了适用于天然气－渣油为原料的低压法工艺。

由于低压法比高压法在能耗、装置建设和单系列反应器生产能力方面具有明显的优越性，所以从70年代中期起，国外新建装置大多采用低压法工艺。

世界上典型的甲醇合成工艺主要有ICI工艺、Lurgi工艺和三菱瓦斯化学公司(MCC)工艺。

目前，国外的液相甲醇合成新工艺具有投资省、热效率高、生产成本低的显著优点，尤其是LPMEOHTM工艺，采用浆态反应器，特别适用于用现代气流床煤气化炉生产的低H2／(CO＋CO2)比的原料气，在价格上能够与天然气原料竞争。

我国的甲醇生产始于1957年，50年代在吉林、兰州和太原等地建成了以煤或焦炭为原料来生产甲醇的装置。

60年代建成了一批中小型装置，并在合成氨工业的基础上开发了联产法生产甲醇的工艺。

70年代四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的95 kt/a 低压法装置，采用英国ICI 技术。

1995年12月，由化工部第八设计院和上海化工设计院联合设计的200 kt/a 甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺利投产，标志着我国甲醇生产技术向大型化和国产化迈出了新的一步。

2000年，杭州林达公司开发了拥有完全自主知识产权的JW 低压均温甲醇合成塔技术，打破长期来被ICI 、Lurgi 等国外少数公司所垄断拥的局面，并在2004年获得国家技术发明二等奖。

2005年，该技术成功应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上。

1. 4甲醇生产原料
合成甲醇的工业生产是以固体（如煤、焦炭）、液体（如原油、重油、轻油）或气体（如天然气及其它可燃性气体）为原料，经造气、净化（脱硫）变换，除二氧化碳，配制成一定配比的合成气。

在不同的催化剂存在下，选用不同的工艺条件可单产甲醇（分高、中、低压法），或与合成氨联产甲醇（联醇法）。

将合成后的粗甲醇经预精镏脱除甲醚，再精镏而得成品甲醇。

自1923年开始工业化生产以来，甲醇合成的原料路线经历了很大变化。

20世纪50年代以前多以煤和焦碳为原料；50年代以后，以天然气为原料的甲醇生产流程被广泛应用；进入60年代以来，以重油为原料的甲醇装置有所发展。

对于我国，从资源背景看，煤炭储量远大于石油、天然气储量，随着石油资源紧缺、油价上涨，因此在大力发展煤炭洁净利用技术的背景下，在很长一段时间内煤是我国甲醇生产最重要的原料［4］。

第2章 工艺流程设计
图1 煤制甲醇的简单工艺流程
首先是采用GSP 气化工艺将原料煤气化为合成气；然后通过变换和NHD 脱硫脱碳工艺将合成气转化为满足甲醇合成条件的原料气；第三步就是甲醇的合
成，将原料气加压到5.14Mpa，加温到225℃后输入列管式等温反应器，在XNC-98型催化剂的作用下合成甲醇，生成的粗甲醇送入精馏塔精馏，得到精甲醇。

然后利用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇。

2.1合成甲醇工艺的选择
甲醇合成的典型工艺主要是：低压工艺（ICI低压工艺、Lurgi低压工艺）、中压工艺、高压工艺。

甲醇合成工艺中最重要的工序是甲醇的合成，其关键技术是合成甲醇催化剂的和反应器，设计采用用的是低压合成工艺。

2.1.1甲醇合成塔的选择
目前，国内外的大型甲醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种：
（1）冷激式合成塔
（2）冷管式合成塔
（3）水管式合成塔
（4）固定管板列管合成塔
（5）多床内换热式合成塔
综上所述和借鉴大型甲醇合成企业的经验，（大型装置不宜选用激冷式和冷管式），设计选用固定管板列管合成塔。

这种塔内甲醇合成反应接近最佳温度操作线，反应热利用率高，虽然设备复杂、投资高，但是由于这种塔在国内外使用较多，具有丰富的管理和维修经验，技术也较容易得到；外加考虑到设计的是年产20万吨的甲醇合成塔（日产量为650吨左右），塔的塔径和管板的厚度不会很大，费用也不会很高，所以本设计采用了固定管板列管合成塔。

2.1.2催化剂的选用
（1）甲醇合成催化剂
经过长时间的研究开发和工业实践，广泛使用的合成甲醇催化剂主要有两大系列：一种是以氧化铜为主体的铜基催化剂，一种是以氧化锌为主体的锌基催化剂。

锌基催化剂机械强度好.耐热性好，对毒物敏感性小，操作的适宜温度为350～400℃，压力为25～32MPa(寿命为2～3年)；铜基催化剂具有良好的低温活性，较高的选择性，通常用于低、中压流程。

耐热性较差，对硫、氯及其化合物敏感，易中毒。

操作的适宜温度为220～270℃，压力为5～15MPa(一般寿命为2～3年)。

通过操作条件的对比分析，可知使用铜基催化剂可大幅度节省投资费用和操作费用，降低成本。

随着脱硫技术的发展，使用铜基催化剂己成为甲醇合成工业的主要方向，锌基催化剂已于80年代中期淘汰。

表1 国内外常用铜基催化剂特性对比［10］
从表的对比可以看出，国产催化剂的铜含量已提50%以上。

制备工艺合理，使该催化剂的活性、选择性、使用寿命和机械强度均达到国外同类催化剂的先进水平，并且价格较低。

（2）XNC-98甲醇合成催化剂简介：
XNC-98型催化剂是四川天一科技股份有限公司研制和开发的新产品。

目前已在国内20多套大、中、小型工业甲醇装置上使用,运行情况良好。

它是一种高活性、高选择性的新催化剂。

用于低温、低压下由碳氧化物与氢合成甲醇，具有低温活性高、热稳定性好的特点。

常用操作温度200～290℃,操作压力5.0～10.0 MPa。

催化剂主要物化性质：
催化剂由铜、锌和铝等含氧化合物组成。

外观：有色金属光泽的圆柱体
堆积密度： 1.3～1.5kg/L
外型尺寸：5×(4.5～5)mm
径向抗压强度：≥200N/cm
催化剂活性和寿命：
在该催化剂质量检验规定的活性检测条件下，其活性为：
230℃时：催化剂的时空收率≥1.20 kg/(L.h)
250℃时：催化剂的时空收率≥1.55 kg/(L.h)
在正常情况下，使用寿命为2年以上。

2.1.3合成工序工艺操作条件的确定与论证
（1）操作温度
甲醇合成催化床层的操作温度主要是由催化剂的活性温度区决定的。

设计中采用的甲醇合成催化剂为国产的铜系XCN-98，由它的性质可知：适合使用的温度范围为200～290℃。

（2）操作压力
近年来普遍使用的铜基甲醇合成催化剂，其活性温度范围在200～300℃，有较高的活性，对于规模小于30万吨/a的工厂，操作压力一般可降为5Mpa左右；对于超大型的甲醇装置，为了减少设备尺寸，合成系统的操作压力可以升至10Mpa左右。

设采用的是低压法（入塔压强为5.14MPa）合成甲醇。

（3）气体组成
对于甲醇合成原料气，即合成工序的新鲜气，应维持f=（H2-CO2）/(CO+CO2)=2.10～2.15,并保持一定的CO2。

由于新鲜气中（H2-CO2）/(CO+CO2)略大于2，而反应过程中氢与一氧化碳、二氧化碳的化学计量比分别为2:1和3:1，因此循环气中（H2-CO2）/(CO+CO2)远大于2。

合成塔中氢气过量，对减少副反应是有利的。

甲醇合成过程中，需要一定的二氧化碳存在以保持催化剂的高活性。

一般不超过5%。

（4）空速:
空速不仅是一个和合成回路气体循环量相关联的工艺控制参数，也是一个影响综合经济效益的变量。

甲醇合成过程中，首先甲醇合成塔内的气体空速必须满足催化剂的使用要求，国产铜基催化剂，一般要求气体空速在8000～20000h-1之间。

空速过低，结炭等副反应加剧，空速过高，系统阻力加大或合成系统投资加大，能耗增加，催化剂的更换周期缩短。

空速的选择需要根据每一种催化剂的特性，在一个相对较小的范围内变化。

XCN-98的空速要求为6000～15000h-1，本设计空速定为12000 h-1。

粗甲醇驰放气
第3章工艺流程
3.1甲醇合成工艺流程
来自脱碳装置的新鲜气（40℃，3.4MPa）与循环气一起经甲醇合成气压缩机（C7001）压缩至5.14MPa后，经过入塔气预热器（E7001）加热到225℃，进入甲醇合成塔（R7001）内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反应：CO + 2H2 = CH3OH + Q
CO2 + 3H2 = CH3OH + H2O + Q
甲醇合成塔（R7001）为列管式等温反应器，管内装有XNC-98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。

反应放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽（3.9MPa 饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网。

副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。

甲醇合成塔（R7001）出来的合成气（255℃，4.9MPa），经入塔气预热器（E7001），甲醇水冷器（E7002A，B），进入甲醇分离器（V7002），粗甲醇在此被分离。

分离出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽（V7003），被减压至0.4MPa后送至精馏装置。

甲醇分离器（V7002）分离出的混合气与新鲜气按一定比例混合后升压送至甲醇合成塔（R7001）继续进行合成反应。

从甲醇分离器（V7002）出来的循环气在加压前排放一部分弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定。

弛放气减压后去燃气发电系统；甲醇膨胀槽（V7003）顶部排出的膨胀气去燃料气系统。

合格的锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界区外部。

汽包（V7001）排污，经排污膨胀槽（V7006）膨胀减压后就地排放。

第4章工艺计算
4.1物料衡算
工厂设计为年产精甲醇30万吨，开工时间为每年330天，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为37.88吨，即37.88t/h。

精馏工段
通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到99.9%，符合精甲醇国家一级标准。

三塔精馏工艺中甲醇的收率达97%。

则入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量37.88 / 0.97=39.05t/h。

由粗甲醇的组成通过计算可得下表：
计算方法:
粗甲醇=39.05 / 0.9340 = 41.81 t/h
二甲醚=41.81×0.42% = 175.602 kg/h 即3.82 kmol/h ，85.51m3/h
高级醇（以异丁醇计）= 41.81×0.26% = 108.71kg/h 即1.45kmol/h ，32.90m3/h 高级烷烃（以辛烷计）=41.81×0.32% = 133.79 kg/h 即0.57kmol/h，12.81m3/h 水=41.81×5.6% = 2341.36kg/h 即130.07kmol/h，2913.69m3/h
4.1.2合成工段
（1）合成塔中发生的反应:
主反应CO+2H2=CH3OH （1）
CO2+3H2=CH3OH +H2O （2）副反应2CO+4H2=（CH3O）2+H2O （3）
CO+3H2=CH4+H2O （4）
4CO+8H2=C4H9OH+3H2O （5）
8CO+17H2=C18H18+8H2O （6）
CO2+H2=CO+H2O （7）（2）工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52 m3（标态）
的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为3.97 kmol/h ，63.55m3/h。

由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。

由反应（3）、（4）、（5）、（6）得出反应（2）、（7）生成的水分为；
130.07－3.97－3.82－1.45×3－0.57×8 =113.37 kmol/h
由于合成反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%，所以计算中忽略反应（2）。

则反应（7）中二氧化碳生成了113.37kmol/h，即2539.49 m3/h的水和一氧化碳。

（3）粗甲醇中的溶解气体量
粗甲醇中气体溶解量查表5Mpa、40℃时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表
则粗甲醇中的溶解气体量为：
H2 = 41.81×4.364 =182.46 m3/h 即8.15kmol/h
CO= 41.81×0.815=34.07 m3/h 即1.52kmol/h
CO2 = 41.81×7.780=325.28 m3/h 即14.52kmol/h
N2 = 41.81×0.365= 15.26m3/h 即0.68kmol/
Ar = 41.81×0.243=10.16 m3/h 即0.45kmol/h
CH4 = 41.81×1.680= 70.24m3/h 即3.13kmol/h
（4）粗甲醇中甲醇扩散损失
40℃时,液体甲醇中释放的溶解气中,每立方米含有37014g的甲醇,假设减压后液相中除二甲醚外,其他气体全部释放出，则甲醇扩散损失
G =（182.46+34.07+325.28+15.26+10.16+70.24）×0.03714=23.67kg/h
即0.74kmol/h，16.57m3/h
（5）合成反应中各气体的消耗和生成情况
注：括号内的为生成量；反应（1）项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量
表7 其他情况原料气消耗
注：G为驰放气的量，m3/h。

（6）新鲜气和弛放气气量的确定
CO的各项消耗总和= 新鲜气中CO的量，即
27335+171.02+63.55+131.60+102.4-2539.49+34.07+16.57+0.61%G+9.16%G =25314.72+9.77%G
同理原料气中其他各气体的量=该气体的各项消耗总和，由此可得新鲜气体中各气体流量，如下表：
新鲜气中惰性气体（N2 + Ar）百分比保持在0.42%，反应过程中惰性气体的量保持不变，
（N2 + Ar）=25.42+4.03%G，则
86649.47+1.0183G=（25.42+4.03%G）/0.42% 解得G=9396.95m3/h，即弛放气的量为9396.95m3/h，由G可得到新鲜气的量96218.38 m3/h
由弛放气的组成可得出下表
（7）循环气气量的确定
G1 =G 3+G4+G5+G6－G7－G8
式中：G1为出塔气气量；G 3 新鲜气气量；G4 循环气气量；
G5 主反应生成气量；G6 副反应生成气量；
G7 主反应消耗气量；G8 副反应消耗气量；
G5= 27335+171.02+0.61%×9396.95=27563.34m3/h
G6= 85.51+85.51+63.55+63.55+32.90+98.70+17.8+142.48+2539.49+2539.49
=5668.89 m3/h
G7=27335+54670+171.02+342.04+0.61%×9396.95×3=82347.98 m3/h
G8=171.02+342.04+63.55+190.65+131.60+262.32+102.48+217.77+2539.49+2539.4
9
=65604.41 m3/h
已知出塔气中甲醇含量为5.84%，则
（G4×0.61%+9396.95×0.61%+27335+171.02）/ G1=0.0584
解得G4= 547683.36m3/h
G1=529181.58 m3/h
表11 循环气组成
气体CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4
组成0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 气量m3/h 3228 432976.36 48473.03 16457.54 16986.72 4331.08 10001.53
（8）循环比，CO及CO2单程转化率的确定
循环比R= G4/G 3 =547683.36/96218.38=5.69
（9）入塔气和出塔气组成
G1 =G 3+G4+G5+G6－G7－G8=529181.58m3/h=23624.18 kmol/h
G2= G3+G4 =643901.74m3/h= 28745.61kmol/h G2 为入塔气气量
表12 入塔气组成
气体CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4
组成0.06% 79.11% 12.18% 3.17% 2.72% 0.70% 1.60%
气m3/h 74519.34
量kmol/h 3326.75
表13 出塔气组成
气体H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH
组成76.29% 8.61% 2.93% 3.02% 0.77% 5.84% 气m3/h
量kmol/h
气体CH4 （CH3O）2C4H9OH C18H18H2O
组成 1.79% 0.018% 0.007% 0.006% 0.62%
气m3/h
量kmol/h
计算过程: 入塔气CO=循环气中CO+新鲜气中CO
即48473.03 +26046.31=74519.34 m3/h
同理可得其他气体气量;
出塔气中CO=入塔气中CO－反应消耗的CO+反应中生成的CO
即74519.34－27335－171.02－63.55－131.60－102.48－16.57－9396.95×0.61%+2539.49=49181.28m3/h
同理可得其它气体量
（10）甲醇分离器出口气体组成的确定
分离器出口气体组分=循环气气体组分+弛放气气体组分；则分离器出口气体中
CO气量=循环气中CO+弛放气中CO=48473.03+860.76=49333.79m3/h 即2202.40kmol/h ；同理可算的其他气体的气量。

表14 分离器出口气体组成
气体CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4
组成0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 气m3/h 49333.79
量kmol/h
4.2能量衡算
合成塔的热平衡计算
1）计算公式
全塔热平衡方程式为：∑Q1+ ∑Qr = ∑Q2 + ∑Q3+ Q （1）
式中：Q1——入塔气各气体组分焓，kJ/h；
Qr ——合成反应和副反应的反应热，kJ/h；
Q2 ——出塔气各气体组分焓，kJ/h；
Q3 ——合成塔热损失，kJ/h；
Q——沸腾水吸收热量，kJ/h。

∑Q1=∑（G1×Cm1×Tm1）（2）
式中：G1——入塔气各组分流量，m3/h；
Cm1——入塔各组分的比热容，kJ/（m3.k）；
Tm1——入塔气体温度，k；
∑Q2=∑（G2×Cm2×Tm2）（3）
式中：G2——出塔气各组分流量m3/h；
Cm2——出塔各组分的热容，kJ/（m3.k）；
Tm2——出塔气体温度，k；
∑Qr= Qr1 +Qr2 +Qr3+ Qr4+ Qr5 +Qr6+ Qr7 （4）
l式中：Qr1、Qr2、Qr3、Qr4、Qr5、Qr6、——分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、
甲烷、辛烷的生成热，kJ/h；
Qr7——二氧化碳逆变反应的反应热，kJ/h
Qr=Gr×△H （5）
式中：Gr——各组分生成量，kmol/h；
△H——生成反应的热量变化，kJ/mol
2）入塔热量计算
通过计算可以得到5.14Mpa，225℃时各入塔气气体的热容，根据入塔气各
气体组分量，算的甲醇合成塔入塔热量如下表：
表15甲醇合成塔入塔热量
气体CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4热容kJ/（kmol.k）67.04 29.54 29.88 44.18 29.47 25.16 46.82
气量kmol /h 13.32 18477.12 2844.96 739.86 636.21 162.81 374.49
入塔热量kJ/（h.k）595.32 363876.08 56673.92 21791.34 12499.40 2731.86 11689.08 入塔热量合计为479856.00 kJ/（h.k）
所以∑Q1=479856.00× 747.225=358560399.6 kJ/h
3）塔内反应热的计算
忽略甲醇合成塔中的反应(2)生成的热量，按反应(1) (3) (4) (5) (6) (7)生成的
热量如下表:
表16甲醇合成塔内反应热
气体CH3OH ( CH3 )2O C4H9OH C8H18CH4 CO
生成热kJ/mol 102.37 49.62 200.39 957.98 115.69 －42.92
生成量kmol /h 1220.25 3.81 1.47 1.14 130.08 109.56
反应热kJ/h 124916992.5 189052.2 294573.3 1092097.2 15048955.2 －4701156.8 反应热合计=136840513.6 kJ/h
4）塔出口气体总热量计算
表17甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量
气体H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH
热容29.56 30.01 45.04 29.61 25.16 72.05
气量kmol/h 16085.4 1815.06 618.36 636.21 162.81 1232.16
出塔热量
kJ/（h.k）475484.424 54469.9506 27850.9344 18838.1781 4096.2996 92473.608
气体CH4 （CH3O）2C4H9OH C18H18H2O 合计
热容48.14 18.03 19.23 101.73 36.25
气量kmol/h 377.28 3.81 1.47 1.14 130.02
出塔热量
kJ/（h.k）18162.2592 68.6943 28.2681 115.9722 4713.225 696301.8135 出塔气体温度255℃即528.15k
Q2=696301.8135×528.15=367751802.80002 kJ/h
5）全塔热量损失的确定
全塔热损失为4%,即Q3=(∑Q1+ ∑Qr)×4%=(358560399.6+136840513.6)
×4%=19816036.528 kJ/h
6）沸腾水吸收热量的确定
由公式(1)可得Q=∑Q1+ ∑Qr －∑ Q2 －∑Q3=102652762.41 kJ/h
（2）塔气换热器的热量计算
1）入换热器的被加热气体热量的确定
表19入换热器被加热气体各组分热容和显热
气体CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4
热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66
气量kmol /h 13.32 18477.12 2844.96 493.24 636.21 162.81 374.49
热量kJ/（h.k）1276.9884 540455.76 83755.6224 18749.1087 4099.5558 14852.2734 合计：入换热器的被加热气体热量为663189.3087kJ/（h.k），入口温度为40℃，663189.3087×313.15=207677732.0194 kJ/h
2）出换热器的被加热气体热量的确定
出换热器的被加热气体显热=入合成塔气体的显热，即358560399.6 kJ/h
3）入换热器的热气体热量的确定
入换热器的加热气体显热=出合成塔气体的显热，即367751802.80002kJ/h
4）出换热器的热气体热量的确定
被加热气体吸收的热量=出换热器的被加热气体显热－入换热器的被加热气体显热=358560399.6－207677732.0194=150882667.5806kJ/h ，所以,出换热器
的加热气体显热量=入换热器的加热气体显热－被加热气体吸收的热量
5）出换热器的加热气体的温度的确定
假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时相同，则出口温度为
231285555.3/692575.98=333.95k 即60.8℃
（3）水冷器热量的计算
1）水冷器热平衡方程
Q1+Q2=Q3+Q4+Q5
式中：Q1——入换热器气体显热，KJ/h；
Q2——气体冷凝放热，KJ/h；
Q3——出水冷器气体显热，KJ/h；
Q4——粗甲醇液体显热，KJ/h；
Q5——冷却水吸热，KJ/h。

2）水冷器入口气体显热的确定
水冷器入口气体的显热=入塔气换热器出口加热气体的显热，即115642777.65 kJ/h
3）水冷器出口气体显热的确定
表20水冷器出口气体各组分热容和热量
气体CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4
热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66
气量kmol /h 120.78 10717.62 1209.04 615.75 423.68 108.24 80.52 热量kJ/（h.k）11579.1786 313490.38 35595.14 23687.9025 12485.84 2722.32 9893.58
合计：水冷器出口气体显热596534.49 kJ/（h.k）；出口温度40℃，
出口气体显热=596534.49×313.15=186804775.5435kJ/h
4）出水冷器的粗甲醇液体热量的确定
表23粗甲醇中各组分液体显热
组分（CH3O）2C4H9OH C18H18H2O CH3OH
液体比热容KJ/(kg.℃) 2.638 2.596 2.26 4.187 2.72
热量KJ/（h .℃）308.90 188.16 201.64 6537.08 70828.80 合计：粗甲醇中各组分液体显热=117096.87 KJ/（h .℃），粗甲醇温度40℃，即313.15k ，Q3=117096.87×313.15=36668884.8405KJ/h
5）水冷器冷却水吸热的确定
由水冷器热平衡方程可得Q5 = Q1+Q2－Q3－Q4
即Q5 =231285555.3+32772462.64－36668884.8405－124539335.38
=56966361.66 KJ/h
6）冷却水用量的确定
入口冷却水温度20℃，出口冷却水温度35℃，平均比热容4.187 KJ/(kg.℃)
56966361.66 /（（35－20）×4.187）=907035.45kg/h
流程中并用了两个相同的水冷器，所以每个水冷器用水量为302.35t/h，吸收热量为28483180.83 KJ/h.。